正戊烷冷凝器的設(shè)計(本科)

1、 分類號： tq05 單位代碼： 密 級： 一般 學(xué) 號： 本科畢業(yè)論文（設(shè)計）題 目：正戊烷冷凝器的設(shè)計專 業(yè)：化學(xué)工程與工藝姓 名：xxx指導(dǎo)教師：xxx職 稱：講 師答辯日期：2013年05月25日目錄1 概述61.1 換熱器設(shè)計和選型要求61.2 列管換熱器結(jié)構(gòu)的確定71.2.1 列管換熱器型式的選擇71.2.2 換熱管規(guī)格的選擇71.2.3 殼程數(shù)和臺數(shù)81.3 工藝條件的選擇81.3.1 流體流入空間的選擇81.3.2 流體流向的選擇81.3.3 流速的選擇92 設(shè)計任務(wù)與設(shè)計條件102.1 設(shè)計任務(wù)102.2 設(shè)計條件102.3 管殼程流體的確定103 換熱器的初步計算113.1

2、 物性數(shù)據(jù)的確定113.2 估算傳熱面積113.2.1 計算熱流量113.2.2 冷卻水用量113.2.3 計算有效平均溫度差113.2.4 估算傳熱面積123.3 傳熱管數(shù)與排列方式確定123.3.1 管程數(shù)和傳熱管數(shù)123.3.2 平均傳熱溫差校正及殼程數(shù):123.3.3 傳熱管的分程與排列133.3.4 分程方法143.4 殼體內(nèi)徑及壁厚的選擇153.5 折流板163.6 接管163.7 封頭173.8 容器法蘭193.9 管板194 校核計算204.1 總傳熱系數(shù)核算204.1.1 殼程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)204.1.2 管內(nèi)表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)204.1.3 污垢熱阻和管壁熱阻214.1.4 總傳熱

3、系數(shù)214.2 壓降校核214.3 壁溫與冷凝液流型核算234.3.1 壁溫核算234.3.2 冷凝液流型核算245.設(shè)計結(jié)果匯總表256 總結(jié)26謝辭28列管式換熱器的設(shè)計摘要：本設(shè)計以正戊烷為熱流體，循環(huán)水為冷流體。對于將正戊烷在飽和溫度下冷凝的傳熱過程，設(shè)計出符合工藝要求的列管式換熱器。首先，通過對整個換熱過程進行物料及熱量衡算，并選擇出所需換熱器的類型，確定流體的流動空間、流向、流速和傳熱管的直徑；其次，進一步計算出換熱器的傳熱管長度、數(shù)目，以及確定換熱器管程和殼程數(shù)等結(jié)構(gòu)參數(shù)，估算總傳熱面積，計算殼體內(nèi)徑并確定筒體厚度等工藝尺寸及其附屬設(shè)備選型設(shè)計計算，然后繪制出換熱器的結(jié)構(gòu)圖；最后

4、，對所設(shè)計的換熱器進行熱量、溫度和壓強核算，直至所設(shè)計的換熱器符合工藝標準為止。關(guān)鍵詞：列管式換熱器；結(jié)構(gòu)參數(shù)；設(shè)計計算tube heat exchanger designabstract: this design takes n-pentane as high temperature thermal fluid,and circulating water as cold fluid. for the process of condensating the high temperature n-pentane under the saturation temperature, the desi

5、gn gives the meet process requirements with the tube heat exchanger. first, based on the heat transfer process of material and heat balance needed to calculate, and choose the heat exchanger categories, determine the fluid flow in space, flow, velocity, and the pipe diameter; second, further calcula

6、ted the pipe heat exchanger, and determine the length and the number of the heat exchanger tube and shell structure parameters, such as process number estimated total heat exchanger area, calculate and determine cylinder shell thickness of inner diameter size and affiliated equipments such as select

7、ion process design calculation, then mapped the structure of the heat exchanger; finally, the design of heat exchanger, temperature and pressure calculation, the design of heat exchanger until meet process standards .based on the mechanism of the heat transfer of understanding, design a actual produ

8、ction of heat exchanger. the chemical production process in order to provide affordable of networks for heat exchange heat transfer of the equipment.keywords: tube heat exchanger; structural parameters; design and calculation.1概述換熱器是化工廠中重要的化工設(shè)備之一，換熱器的類型很多，特點不一，可根據(jù)生產(chǎn)工藝要求進行選擇。在換熱器設(shè)計中，首先應(yīng)根據(jù)工藝要求選擇適用的類型，

9、然后計算換熱所需傳熱面積，并確定換熱器的結(jié)構(gòu)尺寸。 換熱器按用途不同可分為加熱器、冷卻器、冷凝器、蒸發(fā)器、再沸器、過熱器等。 依據(jù)傳熱原理和實現(xiàn)熱交換的方法可分為間壁式、混合式、蓄熱式三類。其中間壁式換熱器應(yīng)用最廣泛，按照傳熱面的形狀和結(jié)構(gòu)特點又可分為管殼式換熱器、板面式換熱器和擴展表面式換熱器。換熱器的類型很多，特點不一，可根據(jù)生產(chǎn)工藝要求進行選擇。 在換熱器設(shè)計中，首先應(yīng)根據(jù)工藝要求選擇適用的類型，然后計算換熱所需傳熱面積，并確定換熱器的結(jié)構(gòu)尺寸。 1.1換熱器設(shè)計和選型要求 （1）合理地實現(xiàn)所規(guī)定的工藝條件 傳熱量、流體的熱力學(xué)參數(shù)（溫度、壓力、流量、相態(tài)等）與物理化學(xué)性質(zhì)（密度、粘度、

10、腐蝕性等）是工藝過程所規(guī)定的條件。根據(jù)這些條件進行熱力學(xué)和流體力學(xué)的計算，經(jīng)過反復(fù)比較，使所設(shè)計的換熱器具有盡可能小的傳熱面積，在單位時間內(nèi)傳遞盡可能多的熱量。 增大傳熱系數(shù)k: 在綜合考慮流體阻力及不發(fā)生流體誘發(fā)振動的前提下，盡量選擇高的流速。 提高平均溫差: 對于無相變的流體，盡量采用接近逆流的傳熱方式。因為這樣不僅可提高平均溫差，還有助于減少結(jié)構(gòu)中的溫差應(yīng)力。在允許的條件時，可提高熱流體的進口溫度或降低冷流體的進口溫度。 妥善布置傳熱面s 例如在管殼式換熱器中，采用合適的管間距或排列方式，不僅可以加大單位空間內(nèi)的傳熱面積，還可以改善流體的流動特性。錯列管束的傳熱方式比并列管束的好。如果換

11、熱器中的一側(cè)有相變，另一側(cè)流體為氣相，可在氣相一側(cè)的傳熱面上加翅片以增大傳熱面積，更有利于熱量的傳遞。 （2）安全可靠 換熱器是壓力容器，在進行強度、剛度、溫差應(yīng)力以及疲勞壽命計算時，應(yīng)遵照我國鋼制石油化工壓力容器設(shè)計規(guī)定與鋼制管殼式換熱器設(shè)計規(guī)定等有關(guān)規(guī)定與標準。這對保證設(shè)備的安全可靠起著重要的作用。 （3）有利于安裝、操作與維修 直立設(shè)備的安裝費往往低于水平或傾斜的設(shè)備。設(shè)備與部件應(yīng)便于運輸與裝拆，在廠房移動時不會受到樓梯、梁、柱的妨礙，根據(jù)需要可添置氣、液排放口，檢查孔與敷設(shè)保溫層。 （4）經(jīng)濟合理 評價換熱器的最終指標是：在一定的時間內(nèi)（通常為1年）固定費用（設(shè)備的購置費、安裝費等）與

12、操作費（動力費、清洗費、維修費等）的總和為最小。在設(shè)計或選型時，如果有幾種換熱器都能完成生產(chǎn)任務(wù)的需要，這一指標尤為重要。1.2列管換熱器結(jié)構(gòu)的確定1.2.1列管換熱器型式的選擇列管換熱器中常用的是固定管板式和浮頭式兩種。一般要根據(jù)物流的性質(zhì)、流量、腐蝕性、允許壓降、操作溫度與壓力、結(jié)垢情況和檢修清洗等要素決定選用列管換熱器的型式。從經(jīng)濟角度看，只要工藝條件允許，應(yīng)該優(yōu)先選用固定管板式換熱器。1.2.2 換熱管規(guī)格的選擇a.管子外形 列管換熱器的管子外形有光滑管和波紋管兩種。本設(shè)計按光滑管設(shè)計。b.管子的排列方式 相同殼徑時，采用正三角形排列比正方形排列可多布管子，是單位產(chǎn)熱面積的金屬耗量降低

13、。一般殼程流體不易結(jié)垢或可以進行化學(xué)清洗的場合下，推薦用正三角形排列。必須進行機械清洗的場合，則采用正方形排列。c.管子直徑 直徑小的管子可以承受更大的壓力，而管壁較薄，有利傳熱；相同的殼徑，可以排較多的小管子，使傳熱面積增大，單位傳熱面積的金屬耗量降低。 d.管長 殼徑較大的換熱器采用可較長的管子可降低單位傳熱面積的金屬耗量，更為經(jīng)濟。1.2.3 殼程數(shù)和臺數(shù) 換熱器的殼徑越大，傳熱面積也越大，單位傳熱面積的金屬耗量越低，采用一臺較大的換熱器比采用多臺小換熱器更經(jīng)濟，阻力也更小，且變于操作管理。 1.3工藝條件的選擇1.3.1流體流入空間的選擇設(shè)計列管換熱器之前，要先考慮哪一種流體5走管程或

14、殼程，這關(guān)系到設(shè)備使用是否合理。a易結(jié)垢流體應(yīng)走易于清洗的一側(cè)。對于管板式、浮頭式換熱器，一般應(yīng)使易結(jié)垢流體流經(jīng)管程，而對于u型換熱器，易結(jié)垢流體應(yīng)走殼程。b有時在設(shè)計上需要提高流體的速度，以提高其表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)，在這種情況下，應(yīng)將需要提高流速的流體放在管程。這是因為管程流通截面積一般較小，且易采用多管程結(jié)構(gòu)以提高流速。c具有腐蝕性的流體應(yīng)走管程，這樣可以節(jié)約耐腐蝕材料用量，降低換熱器成本。d壓力較高的流體應(yīng)走管程。這是因為管子直徑小，承壓能力強，能夠避免采用耐壓的殼體和密封措施。e具有飽和蒸汽冷凝的換熱器，應(yīng)使飽和蒸汽走殼程，便于排出冷凝液。f粘度大的流體應(yīng)走殼程，因為殼程的流體在折流板的作用

15、下，流通截面和方向都不斷變化，在較低的雷諾數(shù)下就可以達湍流狀態(tài)。1.3.2 流體流向的選擇參與換熱的兩種流體在間壁兩側(cè)的流向有四種類型。a.并流 兩種流體在傳熱面兩側(cè)分別以相同的方向流動b.逆流 兩種流體在傳熱面兩側(cè)分別以相對的方向流動c.錯流 兩種流體在傳熱面兩側(cè)分別以此成直角方向流動d.折流 簡單折流時，一流體沿一個方向流動，另一個流體反復(fù)折流流動；復(fù)雜折流時，兩流體均作折流流動，并流與逆流或錯流交替存在。一側(cè)流體的變溫（無相變化），另一側(cè)流體恒溫（有相變化）時，并流和逆流時的對數(shù)平均溫差是相等的；兩側(cè)流體都變溫，若進出口溫度一定時，逆流時的對數(shù)平均溫差比并流的大。因此，在兩側(cè)流體均有溫度

16、變化時，生產(chǎn)上都選擇逆流操作。若物流的溫度有所限制，如冷流體被加熱時不得超過某一溫度，或熱流體被冷卻時不得低于某一溫度時，宜采用并流操作。1.3.3 流速的選擇 流體流速的大小將影響設(shè)備的操作費用，是換熱器設(shè)計中的一個重要因素。選擇流速時應(yīng)注意以下幾點。a. 流速高則傳熱系數(shù)也高，同時壓力降增大，能耗隨之增加。特別對含有泥沙或沉積物的流體，以及易結(jié)垢的流體，當(dāng)流速低時，可能導(dǎo)致管子堵塞，垢層熱阻增大，嚴重影響設(shè)備使用。b. 粘度大的流體，其摩擦損失與傳熱速率相比一般較小，可適當(dāng)提高流速；而密度小的氣體，因給熱系數(shù)也小，克服阻力所需動力消耗較大，在考慮提高流速時，應(yīng)權(quán)衡得失。c. 流體應(yīng)盡可能在

17、湍流流動下操作，粘度大的流體可按層流設(shè)計以減少阻力損失。表1 列管式換熱器的常用流速流體類型管內(nèi)/（m/s）管間/（m/s）一般液體0.530.21.5海水河水等易結(jié)垢的液體10.5氣體5303152設(shè)計任務(wù)與設(shè)計條件2.1.設(shè)計任務(wù)設(shè)計一個處理能力為2.5104t/a的換熱器。2.2設(shè)計條件(1)正戊烷、冷凝溫度為51.7，冷凝液于飽和液體下離開冷凝器；(2)冷卻介質(zhì)，循環(huán)水，入口溫度：22，出口溫度36；(3)允許壓強降，不大于pa；(4)每年按330天計；每天24 h連續(xù)運轉(zhuǎn)。2.3 管殼程流體的確定正戊烷和循環(huán)水兩流體均不發(fā)生相變的傳熱過程，因循環(huán)水的對流傳熱系數(shù)較大，且較易結(jié)垢，若其

18、流速太低，將會加快污垢增長速度，使換熱器的熱流量下降。另外黏度大的液體應(yīng)走殼程，因為殼程內(nèi)的流體在折流板的作用下，流通截面和方向都不斷變化，在較低的雷諾數(shù)下就可達湍流狀態(tài)。所以從總體考慮，應(yīng)使循環(huán)水走管程，正戊烷走殼程。3 換熱器的初步計算3.1物性數(shù)據(jù)的確定正戊烷液體在定性溫度（51.7）下的物性數(shù)據(jù)（查化工原理附錄）， 循環(huán)水的定性溫度：入口溫度為，出口溫度為循環(huán)水的定性溫度為兩流體的溫差，故選固定管板式換熱器兩流體在定性溫度下的物性數(shù)據(jù)見表2。表2 兩流體在定性溫度下的物性數(shù)據(jù)物性流體溫度密度kg/m3粘度mpas比熱容kj/(kg)導(dǎo)熱系數(shù)w/(m)正戊烷51.75960.182.34

19、0.13循環(huán)水299960.8254.1750.6153.2估算傳熱面積3.2.1 計算熱流量 3.2.2 冷卻水用量3.2.3 計算有效平均溫度差 3.2.4 估算傳熱面積初選總傳熱系數(shù)k 依經(jīng)驗取 則估算換熱面積 3.3傳熱管數(shù)與排列方式確定3.3.1管程數(shù)和傳熱管數(shù)為方便清洗選用252.5mm較高級冷拔傳熱管（碳鋼），取管內(nèi)流速 u1=1m/s。 可依據(jù)傳熱管內(nèi)徑和流速確定單程傳熱管數(shù) (根） 按單程管計算，所需的傳熱管長度為 按單程管設(shè)計，傳熱管過長，宜采用多管程結(jié)構(gòu)。根據(jù)本設(shè)計實際情況，現(xiàn)取傳熱管長l=6m，則該換熱器的管程數(shù)為 傳熱管總根數(shù) n=174=68(根）3.3.2平均傳熱

20、溫差校正及殼程數(shù): 平均溫差校正系數(shù)有 : p= 圖1. 溫差校正系數(shù)圖單殼程，雙管程結(jié)構(gòu)，查圖1得， 平均傳熱溫差 由于平均傳熱溫差校正系數(shù)大于0.8，同時殼程流體流量較大，故取單殼程合適。3.3.3 傳熱管的分程與排列管子的排列方式有等邊三角形、同心圓和正方形三種。正方形排列管外清洗方便，對易結(jié)垢流體更為實用，若將正方形排列的管束斜轉(zhuǎn)45度安裝可在一定程度上提高給熱系數(shù)。等邊三角形排列比較緊湊，管外湍動高，給熱系數(shù)大。因此我們采用等邊三角形排列。傳熱管和管板的鏈接方法有脹接和焊接兩種，當(dāng)采用脹接法時，采用過小的管心距，常會造成管板變形。而采用焊接時，管心距過小，也很難保證焊接質(zhì)量，因此管心

21、距應(yīng)有一定的數(shù)值范圍。一般情況下，脹接時，取管心距t=(1.31.5)d0；焊接時，取t=1.25 d0 (d0為管子外徑)。對于直徑較小的管子，要注意，管心距最小不能小于（d0 +6）mm，而且 t/d值應(yīng)稍大些。多管程結(jié)構(gòu)中，隔板占有管板部分面積，一般情況下，隔板中心到離其最近一排管中心的距離可用下式計算s=t/2+6(mm)于是可求各程相鄰管子的管心距為2s，表3列出了常用傳熱管布置的管心距。 表3 換熱管的管心距換熱管外徑d0/mm19253238換熱管間管心距t/mm25324048分程隔板處的管心距/mm38445260設(shè)計中當(dāng)使用焊接時，取管心距 t=1.2525=31.2532

22、mm，隔板中心到離其最近一排管中心距離 s=32/2+6=22mm，各程相鄰管的管心距為44mm。傳熱管的具體排列方式如圖2所示。1.正三角形法 2.正方形法 3.同心圓法 圖2 傳熱管的排列方式3.3.4 分程方法在設(shè)計中，采用多管程，需要在管箱中安裝分程隔板。分程時，應(yīng)使各程管子的數(shù)目大致相等，隔板形式要簡單，密封長度要短。為使制造、維修和操作方便，一般采用偶數(shù)管程。管束的分程方法常采用平行和t形方式，其前后管箱中隔板設(shè)置和介質(zhì)的流通順序按圖3選取。 圖3 隔板型式與流通順序圖所設(shè)計的換熱器為四管程，每程各有傳熱管17根，故采用四管程的平行方式。流動順序，管箱隔板，介質(zhì)返回側(cè)隔板如圖3所示

23、。3.4 殼體內(nèi)徑及壁厚的選擇 采用多管程結(jié)構(gòu)，殼體內(nèi)徑可按下式估算， 橫過管數(shù)中心線管的根數(shù) （根）多管程結(jié)構(gòu)換熱器殼體的內(nèi)徑和管程數(shù)有關(guān)，殼體內(nèi)徑可按下式估算。（為管板利用率）其取值范圍如下：對于正三角形排列，2管程，=0.70.85，4管程以上=0.60.8。正四邊形排列，2管程，=0.550.7，4管程以上=0.450.65。估算出殼體內(nèi)徑后，需圓整到標準尺寸。卷制殼體的內(nèi)徑(公稱直徑)以400mm為基數(shù)，以100mm為進級檔，必要時也可采用50mm為進級檔。本設(shè)計中采用四管程，管子為正四邊形排列，所以估測管板利用率=0.6 ，則殼體內(nèi)徑為按卷制殼體的進級檔100mm，可取d=400m

24、m 固定管板式換熱器的規(guī)格如下： 公稱直徑d400mm 公稱換熱面積s26.84m2 管程數(shù)4 管數(shù)n68 管長l6m 管子直徑 管子排列方式等邊三角形3.5折流板采用弓形折流板，取弓形折流板圓缺高度為殼體內(nèi)徑的25%，則切去的圓缺高度為h=0.25500=125mm，故可取 h=125mm取折流板間距b=0.25d則b=0.25500=125mm折流板數(shù)目nb=折流板圓缺面水平裝配，見圖4。 圖4 弓形折流板（水平圓缺）3.6 接管流速u的經(jīng)驗值可?。簩σ后w： u=1.52m/s 對蒸氣：u=2050m/s 對氣體：u=（0.10.2）m/s 殼程進口接管 取殼層進口接管內(nèi)正戊烷蒸汽流速為u

25、=10m/s,正戊烷氣體密度為 取b型補強管dn=200，質(zhì)量m=6.6kg/100mm（hgj527-90） 取補強圈d=224mm,d=400,計算得，圓整得 查jb/t4736-95,接管伸出長度為200mm 接管位置尺寸：，取200mm 殼程出口接管 取殼層出口接管內(nèi)正戊烷液體流速為u=0.5m/s,正戊烷液體密度為 取b型補強管dn=125，質(zhì)量m=3.0kg/100mm（hgj527-90） 取補強圈d=138mm，d=250，計算得，圓整得。 取150mm。 管程接管 取管程內(nèi)水的流速為u=1m/s，水密度為 取b型補強管dn=125，質(zhì)量m=3.0kg/100mm（hgj527

26、-90） 取補強圈d=138mm，d=250，計算得，圓整得 查jb/t4736-95，接管伸出長度為200mm。 接管位置尺寸：，取200mm。 3.7 封頭 （公式出自化工容器設(shè)計） 封頭材料選用q235-c。橢圓形封頭 采用標準橢圓形封頭（a/b=2） k=1 4.7mm 圓整取 封頭總高 () 半球形封頭 2.4mm 圓整取 封頭總高 蝶形封頭 取 查表4得m=1.36表4 蝶形封頭形狀系數(shù)r/rci0.150.170.2m1.41.361.31 圓整取 封頭高度 綜合高度和厚度以及節(jié)省成本原則選擇橢圓形封頭，根據(jù)jb/t4746-2002選擇dn=400mm 封頭質(zhì)量為20kg，直邊

27、高度25mm，曲面高度100mm，厚度。3.8 容器法蘭 選擇乙型平焊法蘭（jb/t4702-2000） 1.6mpa，符合要求，故選擇16mnr。采用石棉橡膠墊片， ,螺柱規(guī)格：m20，數(shù)量20。3.9 管板固定管板式，殼體與管板采用焊接型式,管板兼作法蘭。管板材料為16mn。4 校核計算4.1 總傳熱系數(shù)核算4.1.1 殼程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) 現(xiàn)假設(shè)管外壁溫，則冷凝液膜的平均溫度為 在此溫度下的物性數(shù)據(jù)沿用飽和溫度下51.7下的數(shù)據(jù)，在層流下4.1.2 管內(nèi)表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) 管程流體流通截面積 管程流體流速 普朗特數(shù) 4.1.3 污垢熱阻和管壁熱阻 管外側(cè)污垢熱阻 ， 管內(nèi)側(cè)污垢熱阻，管壁熱阻計算，

28、碳鋼在該條件下的熱導(dǎo)率為50.29w/(mk)。所以 4.1.4 總傳熱系數(shù) （5）傳熱面積裕度 :可得所計算傳熱面積ap為 說明此換熱器能完成生產(chǎn)任務(wù) 4.2 壓降校核 （1）計算管程壓降（結(jié)垢校正系數(shù)管程數(shù)，殼程數(shù)）取碳鋼的管壁粗糙度為0.1mm，則，而，于是 對的管子有 故, 管程壓降在允許范圍之內(nèi)。 （2）計算殼程壓降 工程計算中常用的方法是埃索法，如下：式中：殼程總阻力，pa；流體流過管束的阻力， pa；流體流過折流板缺口的阻力，pa；殼程結(jié)垢校正系數(shù)，；殼程數(shù)。其中 式中： 每一殼程的管子總數(shù)；折流板數(shù)目；折流板間距,m；換熱器殼體內(nèi)徑,m；殼程流體橫過管束的最小流速（按流通面積計

29、算），m/s；管子排列形式對阻力的影響，；殼程流體摩擦因子，（500）。正戊烷流經(jīng)管束的阻力（采用正方形）f=0.4 流體流過折流板缺口的阻力b=0.125m , d=0.5m 總阻力 , .15殼程流體的阻力也適宜。4.3 壁溫與冷凝液流型核算4.3.1 壁溫核算一般情況下，管壁溫度可取為因為管壁很薄，而且管壁熱阻很小，可忽略不計。由于循環(huán)冷卻水冬季操作時，進口溫度將會降低。為確?？煽?，取其進口溫度為10，出口溫度為40計算傳熱管壁溫。另外，操作初期管程污垢熱阻較小，殼體和傳熱管間壁溫差可能較大。計算中，應(yīng)該按最不利的操作條件考慮，因此，取兩側(cè)污垢熱阻為零計算傳熱管壁溫。于是有液體的平均溫度

30、(過渡流及湍流) 式中：t1熱流體進口溫度，；t2熱流體出口溫度，；t1冷流體進口溫度，；t2冷流體出口溫度，。tm=0.451.7+0.651.7=51.7=0.410+0.640=284297.5w/k ；783.17w/k傳熱管平均壁溫這與假設(shè)相差不大，可以接受。4.3.2 冷凝液流型核算 冷凝負荷。5.設(shè)計結(jié)果匯總表設(shè)計結(jié)果匯總表見表5。表5 換熱器主要結(jié)構(gòu)尺寸和計算結(jié)果參數(shù)管程殼程流率/ kg/s5.330.8768進/出口溫度/22/3651.7/51.7壓力0.1mpa0.1mpa物性定性溫度/2951.7密度/（kg/m3）996596定壓比熱容/kj/（kgk）4.1752.

31、34粘度/（pas）0.1810-30.82510-3熱導(dǎo)率（w/mk）0.6150.13普朗特數(shù)5.473.24設(shè)備結(jié)構(gòu)參數(shù)形式管板式殼程數(shù)1殼體內(nèi)徑/400臺數(shù)1管徑/252.5管心距/mm32管長/6000管子排列等邊三角形管數(shù)目/根68折流板數(shù)/個19傳熱面積/26.84折流板間距/300管程數(shù)4材質(zhì)碳鋼主要計算結(jié)果管程殼程流速/（m/s）0.950.134表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)/w/（k）4297.5783.17污垢熱阻/（k/w）0.000170.00017阻力/ mpa0.01070.005226熱流量/kw306.488傳熱系數(shù)/w/（k）497.5裕度/%20.45%6總結(jié)回顧本次設(shè)計的整個過程，以及最終的設(shè)計結(jié)果，現(xiàn)總結(jié)如下：從設(shè)計的過程和結(jié)果來看，我認為本次設(shè)計的工藝計算基本上是嚴謹合理的；所確定的工藝數(shù)